400 t/h除盐水工程的扩建及运行

[摘  要] 本文介绍了400 t/h规模的混床工艺进行除盐处理及双室满室浮床扩建的工程概况，分析了运行管理中出现的问题及治理措施，综合评价了混床工艺进行二级除盐的性能。

[关键词] 混床；二级除盐；运行

我厂原有除盐水系统（简称一级除盐）规模为600 t/h，采用离子交换法除去水中的可溶性盐类和溶解性气体制备一级除盐水，水质可达到：电导率＜10 µs/cm、SiO2＜50 µg/L，供应锅炉、废锅及气化烧嘴冷却水用水。还有一套固定床制备浅除盐系统，规模为300 t/h，出水水质较差SiO2达到110～150 µg/L。随着生产规模的不断扩大以及9.8 MPa锅炉扩建，现有一级除盐水水质已不能满足生产系统尤其是3.8 MPa锅炉的用水要求。固定床离子交换工艺落后，成本较高，再生废液造成环境污染。在2010年10月新建设200 t/h×2的混床二级除盐工程（简称二级除盐），该工程在原有一级除盐基础上进行扩建，利用阴阳离子交换树脂混合处理制备二级除盐水，供应高压锅炉使用。完全替代了固定床制备浅除盐，降低了消耗成本。二级除盐系统2010年12月投用，运行至今出水质量良好，综合效益显著。

1工艺流程设计

新建二级除盐的流程见图1。管网提供的三次水作为原水，经1～4#三次水加压泵加压至0.3 MPa，分别进入1～4#纤维纳米过滤器，去除三次水中的悬浮物及部分杂质。过滤后的水压力约0.24±0.02 MPa从底部进入双室满室浮床阳床下室，Ca2+、Mg2+离子首先被弱酸性阳树脂吸附交换，然后通过上室强酸阳床，水中大部分的Na+、K+等阳离子被除去。阳床产水靠余压自顶部进入脱碳器，经过喷淋装置，流过表面积较大的填料层，并在填料层与自脱碳器下部进入的空气逆流接触，水中的游离CO2被迅速析出自脱碳器顶部排出。经脱碳后的水进入中间水箱，经中间水泵增压后进入双室满室浮床阴床下室，水中的大部分强酸性离子如HCO3-、CO32-、CI-、SO42-阴离子被弱碱性阴树脂吸附，通过阴床上室时，弱酸根离子如硅酸根离子则被强碱阴树脂除去。阴床出水即为一级除盐水。一级除盐水分成两路，靠余压一路进入1#一级除盐水箱作为混床原水，一路进入2#一级除盐水箱外供用户，实现分质供水。全厂回收的蒸汽冷凝液及部分一级除盐水进入1#一级除盐水箱，经过二级原水泵加压送入精制混床，进一步除去Na+和硅酸根离子后进入二级除盐水箱，由二级除盐泵送至用户。二级除盐水电导可达到0.2 µs/cm以下，SiO2达到20 µg/L以下[1]。

图1  二级除盐工艺流程

Fig.1  The secondary except salt process flow

用水设备对除盐水水质要求不同，为节约降耗，充分利用原一级除盐水供水管网，除盐水实行一、二级分质供水，管网之间设置联通实现二级除盐并入一级除盐管网，提高一级除盐水供应能力。对空分、合成、尿素、净化等系统的蒸汽冷凝液进行回收，减少排放浪费。扩建一级除盐4#系列，提高一级除盐水供应能力，替代原固定床浅除盐生产工艺。改变一级除盐原有三次水母管制方式为单系列制，优化双室满室浮床运行参数，提高制水周期降低消耗。

2 设备选型

一级除盐原有双室满室浮床200 t/h两套是1#、2#系列，260 t/h一套是3#系列，扩建260 t/h一套为4#系列，一级除盐水供水能力达到700 t/h，其中200 t/h作为二级除盐的原水，蒸汽冷凝液回收200 t/h。从原水水质的适应性、项目投资和制水成本等方面综合考虑，二级除盐新建混合床离子交换器200 t/h两套，供水能力达到400 t/h。主要设备规格见表1。离子交换树脂选用原一级除盐正在使用的罗门哈斯均粒树脂，它具有如下优点：均粒树脂有良好的水力学特性，压降低，不易产生偏流，树脂粒径控制在0.625±0.025 mm范围内，物理、化学性能更加优良；工作交换容量大，在全再生条件下，以穿透100 PPb的Na+为泄漏点，与传统的001×7#普通树脂相比，制水量可提高20 ％以上；强度高，不易破碎，具有卓越的机械强度和良好的抗渗透冲击性能；再生剂扩散时间缩短，酸碱用量减少[2]。

表1  主要设备规格

Tab.1  Main equipment specification

3 运行操作

3.1运行工况

我厂使用一次水经串级换热后的三次水作为脱盐处理的原水，水质为：总硬度（以CaCO3计）326 mg/L、总硅（以SiO2计）12.07 mg/L、电导率（25 ℃）630 µs/cm、PH值7.62。经双室满室浮床一级除盐后能达到：电导率（25 ℃）≤2 µs/cm、SiO2≤0.1 mg/L、PH（25 ℃加氨调节）8.5～9.0。回收的冷凝液水质情况：SiO2≤30 µg/L、电导率（25 ℃）≤30 µs/cm、Na+≤30 µg/L。混床运行工况：Q 200 t/h、SiO2 6.81 µg/L、电导率（25 ℃）0.1 µs/cm、PH（25 ℃加氨调节）8.5～9.0、Na+ 20 µg/L、周期产水量（单台混床）40000 t，达到并优于设计目标。

3.2故障分析及处理

双室满室浮床因设备构造特点决定，运行流速高、制水量大、周期产水量高。同时也存在树脂工作层对运行的稳定性有较高要求，运行初期的起床流速、中期流量及压差控制，必须满足设备设计的水力条件，否则会出现出水水质波动，甚至提前失效的情况。蒸汽冷凝液温度约为80 ℃，已经超出树脂使用条件，因此在进入一级除盐水箱前经过循环水换热器降温至40 ℃。

混床的再生处理中，阴阳树脂的分层是比较关键的步骤，出现树脂分层界限不明显时，使用2 %～4 %的NaOH进行浸泡，使树脂充分失效，再次重复分层操作。正洗电导率超出指标时，停运设备进行重新混脂，或由于再生进酸、碱时操作顺序不当造成偏流，树脂未完全再生，需重新处理。由于混床运行周期较长可达200 h，运行或停运期间需要对在线分析仪表进行维护，防止因断液造成硅表损坏[3]。

4 结论

本工程工期只有3个月，完成了一级除盐的扩建及新建二级除盐，投用后效果明显，整体运行稳定，出水水质达到了设计目标。解决了生产系统对水质、水量的要求，解决了原固定床一级除盐能耗高、自耗水量大、环境污染严重的问题，改造后一级除盐系统由新工艺替代老式流程生产除盐水量 171 t/h，年节约制水成本52 万元。对冷凝液进行回收，提高利用率降低排放，同时替代部分除盐水量，实现系统性的节水减排，项目实施后节约一级除盐水用量219 t/h，年节约费用276 万元。降低污水处理成本，项目实施后年减排废水量175 万t，年节约污水处理费用为298 万元。二级除盐混床系统年增加运行费用为384 万元，项目实施后年综合经济效益为242 万元。

参考文献

[1]《工业水处理技术》。余经海．化学工业出版社，2010．

[2]《离子交换树脂标准手册》。王方．中国标准出版社，2003．

[3]《离子交换树脂使用及诊断技术》。王广珠．化学工业出版社，2005．

(本文文献格式：黄文龙，齐心，车文静．400 t/h除盐水工程的扩建及运行[J]．广东化工，2011，38( )：)

[收稿日期]  年-月-日
 
 
[基金项目] 
 
[作者简介]  黄文龙(1981.04-)，男，黑龙江省，本科，技术员，助理工程师，主要研究方向为工业水处理。
 
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